各效温差分别为
△t1 = T1—t1 =158.12—136.88=21.44℃
△t2 = T2—t2 =132.47—65.32=67.15℃ 那么，总有效温度差为
∑△t =△t1+△t2=21.44+67.15=88.59℃
将前述数据列表如下：
效数 项目 加 热 蒸 汽 二 次 蒸 汽 温度差 损 失 溶液沸点 有效温度差 总有效温度差 压强P （KPa） 温度T（℃） 汽化热r（KJ/Kg） 压强P/（KPa） 温度T/（℃） 汽化热r/（KJ/Kg） △/（℃） △//（℃） △///（℃） t（℃） △t（℃） ∑△t（℃） 1 591 158.12 2092.94 301.51 133.47 2167.62 2.53 0.68 1 136.88 21.44 88.59 2 —— 132.47 2170.45 10.66 47.38 2384.02 7.52 10.42 1 65.32 67.15 5.2.5加热蒸汽消耗量及各效蒸发量
第一效：W1 =η1 r1D1/r1
第二效：W2 =W—W1=η2[W1 r2/ r2/+（FCpo—CpwW1）（t1—t2）/ r2/] 其中 η1=0.98—0.7（0.0797—0.05）≈0.9592 η2=0.98—0.7（0.23—0.0797）≈0.8748
所以 2504.35—W1=0.8748[2170.45W1/2384.02+（3200×3.978—4.187 W1）（136.88—65.32）/2384.02]
解得 W1=1286.72Kg/h ; W2=1217.60Kg/h; D1=1391.05Kg/h
/
从而 D/W=0.834~0.922
在此本应验算由焓衡算求得Wi与初设值间的相对误差，但根据经验知第一次计算结果往往不符合要求，故暂不验算。先计算传热面积，若算出的传热面积不相等，应再重新调节各效有效温度差，为第二次重复计算作准备。
5.2.6传热面积
S1 =Q1/（K1△t1）= D1 r1/（ K1△t1）
=[1391.05×2092.94×1000×/（3600×2200×21.44）=17.145 m2 S2 =Q2/（K2△t2）= W1 r2 /（K2△t2）
=（1286.72×2170.45×1000）/（3600×1600×67.15）=7.22m2 (说明：2200，1600分别取自设计任务书中的各效传热系数) 相对偏差：εs=1—Smin/Smax=1—7.22/17.145=57.8% ＞＞3% 显然，相对偏差较大，需重新计算。
5.2.7重新分配有效温差
S= (S1△t1 +S2△t2)/∑△=(21.44×17.145+67.15×7.22)/88.59=9.62m △t1/ = S1△t1/S=21.44×17.145/9.62=38.21℃ △t2/ = S2△t2/S=67.15×7.22/9.62=50.40℃
2
5.2.8 对各种温度差进行重新计算
因冷凝器的压强及完成液的浓度没用变化，故第二效蒸汽的 参数及溶液沸点均无变化。
第二效加热蒸汽的温度：T2= t2+△t2/=65.32+50.40=115.72℃ 第一效二次蒸汽温度:T1= T2+△1=115.72+1=116.72℃ 查附录九与116.72℃相对应的蒸汽参数为
P1/=180KPa r1/=2214.3 KJ/Kg
第一效完成液的浓度
x1 =3200×0.05/(3200—1286.72)=0.0836
x2=0.2300
姚玉英主编《化工原理》上册第296页，NaOH水溶液的杜林线图查出当T1/=116.72 ℃，x1 =0.0836时，仅考虑蒸汽压影响的溶液的沸点为120℃，故温度差损失为
/
///
△1/=120-116.72=3.28℃
∑△1/=3.28+7.52=10.80℃ 第一效液柱中部压强
Pm1 = P1+(ρgl/2)1 =180+1050×9.81×1.2/（2×1000）=186.18KPa
查附录十得液柱中部温度
tm1=117.71℃
则 △1//=117.71—116.72=0.99℃
∑△2/=0.99+10.42=11.41℃
∑△t =∑△1/ +∑△1//+∑△1///=10.80+11.41+2=24.21℃
所以总有效温度差为: ∑△t=T1-TK-∑△=158.12-46.38-24.21=87.53℃ ∑△t与前面去∑△为88.61℃相差不大.
将新设定的数据列表如下：
项目 效数 1 2 /
/
压强P （KPa） 加 热 蒸 汽 汽化热r（KJ/Kg） 温度T（℃） 压强P/（KPa） 二 次 蒸 汽 汽化热r/（KJ/Kg） 温度T/（℃） △/（℃） 温度差 损 失 △//（℃） △///（℃） 溶液沸点 有效温差 t（℃） △t（℃） 591.68 2092.94 158.12 180 2214.3 116.72 3.28 0.99 1 136.88 38.21 —— 2170.45 115.72 10.66 2384.02 47.38 7.52 70.42 1 65.32 50.40
总有效温差 ∑△t（℃） 87.53 5.2.9 重算加热蒸汽消耗量及各效蒸发量
1.
W=η
1
1
r1D1(1-5%)/r1
/
W2=W—W1=η2[W1 r2/ r2/+（FCpo—CpwW1）（t1—t2）/ r2/]
其中 η1=0.98—0.7（0.0797—0.05）≈0.9565
η2=0.98—0.7（0.23—0.0797）≈0.8775
故 2504.35—W1=0.8775[2170.45W1 /2384.02 +（3200×3.978—4.187 W1）]×
（136.88-65.32）/2384.02
解得 W1 =1268.43Kg/h W2 =1235.92Kg/h D1 =1403.13Kg/h 从而 D/W=1.10~1.24
5.2.10重算传热面积
S1=Q1/K1△t1= D1 r1/ （K1△t1）
=1403.13×2092.94×1000/（3600×2200×38.21）=9.704m2 S2=Q2/K2△t2= W1 r2/ K2△t2
=1268.43×2170.45×1000/（3600×1500×50.40）=9.48m2
εs=1—Smin/Smax=1—9.48/9.704=2.3%﹤3% 面积的相对误差小于3%，取传热面积为9.48m
2
为了安全起见：S=1.2×9.48=11.376m2取传热面积为11.376 m2。
(三)、蒸发器的主要结构尺寸
5.3.1 加热管的选择和管数的初步估计
中央循环管式蒸发器的主要结构尺寸包括：加热室和分离室的直径和高度；加热管与中央循环管的规格、长度及在管板上的排列方式。这些尺寸取决于前面工艺计算结果，主要是传热面积。由开始的计算结果有： （1）加热管的选择和管数的初步估计
由溶液结垢的难易程度、溶液的起泡性和厂房的高度等因素考虑，因此本设计选用?25× 2.5mm，长 2.0m的加热管。初步设计所需的管子数 A为
n/=S／∏ d0（L-0.1）
